化工原理課程設計

.z.化工課程設計（一）————碳八分離工段乙苯冷卻器：馬成偉專業(yè)班級：過控112**：11414012指導教師：王衛(wèi)京日期：2013-7-5目錄目錄2第一章、設計任務書3第二章、概述及設計方案簡介4(一)C8烴分離4(二)換熱器簡介5第三章、設計條件及主要的物性參數(shù)6(一)選擇換熱器類型6(二)流程安排6(三)確定物性參數(shù)6第四章、工藝設計計算8(一)換熱器的熱流量8(二)冷卻水用量8(三)平均傳熱溫差8(四)估算傳熱面積8選擇管徑及管內流9選取管長確定管程數(shù)和總管數(shù)10(五)平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)11(六)傳熱管的排列12管心距12管束的分程方法13殼體內徑13折流板和支承板13其它主要附件14接管14(七)換熱器核算14熱流量核算14管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)14污垢熱阻和管壁熱阻15傳熱系數(shù)K16換熱器面積裕度16(八)傳熱管和殼體壁溫核算16(九)換熱器內流體阻力計算18管程總阻力18殼程阻力18(十)換熱器主要結構尺寸和計算結果19第五章、自我評價21第六章、參考資料21第七章、主要符號表22附錄23附錄一工藝流程圖23附錄二工藝尺寸圖24第一章設計任務書碳八分離工段乙苯冷卻器熱流體：液體組成摩爾分率乙苯對二甲苯間二甲苯98.3％0.57％1.13％流量為：4.145kmol/h由131℃冷卻至40℃冷卻循環(huán)水溫度30℃，溫升5℃要求管程和殼程壓差均小于50kPa，設計標準列管式換熱器第二章概述及設計方案簡介（一）C8烴分離僅在苯乙烯生產需要原料乙苯，或在C8芳烴異構化過程，為防止乙苯會在異構化過程中使氧化鋁-氧化硅催化劑積炭,需要分離乙苯。近年來因苯烷基化技術的發(fā)展，由C8芳烴分離乙苯在經濟上已無法與合成乙苯競爭，并且新一代貴金屬異構化催化劑能有效地將乙苯轉化成二甲苯，從而使乙苯分離的重要性大大下降。由C8芳烴中分出乙苯，工業(yè)上有三種方法：①精餾，需用300～400塊塔板，回流比為75；②吸附分離，該法操作費用比精餾法低1/3；③色層分離，在分離對二甲苯的同時，也聯(lián)產乙苯。鄰二甲苯分離將鄰二甲苯與其他兩種異構體分離約需100塊塔板。如果C8芳烴中含有少量的碳九芳烴,則尚需另設30塊板的精餾塔以分離C9芳烴，才能得到較高純度的鄰二甲苯。對二甲苯分離分離間二甲苯和對二甲苯可采用低溫結晶、吸附分離。（二）換熱器簡介換熱器是化學、石油化學及石油煉制工業(yè)中以及其他一些行業(yè)中廣泛使用的熱量交換設備，在生產中占有重要地位。工業(yè)生產中所用的換熱器按其用途可分為加熱器、預熱器、過熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發(fā)器和再沸器等，應用甚為廣泛。換熱器種類很多，但根據(jù)冷、熱流體熱量交換的原理和方式基本上可分為四大類，即間壁式、直接接觸式、蓄熱式和中間載熱體式。間壁式換熱器，亦稱為表面式換熱器或間接式換熱器。在此類換熱器中，冷熱流體被固體壁面隔開，互不接觸，熱量由熱流體通過壁面?zhèn)鹘o冷流體。該類型換熱器適用于冷熱流體不允許混合的場合。間壁式換熱器應用廣泛，型式多樣，各種管殼式和板式結構的換熱器均屬此類。直接接觸式換熱器，亦稱為混合式換熱器。在此類換熱器中，冷熱流體直接接觸，相互混合傳遞熱量。該類型換熱器結構簡單，傳熱效率高，適用于冷、熱流體允許混合的場合，常見的設備有涼水塔、洗滌塔、文氏管及噴射冷凝等。蓄熱式換熱器，亦稱為回流式換熱器或蓄熱器。此類換熱器是借助于熱容量較大的固體蓄熱體，將熱量由熱流體傳給冷流體。當蓄熱體與熱流體接觸時，從熱流體處接受熱量，蓄熱體溫度升高，然后與冷流體接觸，將熱量傳給冷流體，蓄熱體溫度下降，從而達到換熱的目的。此類換熱器結構簡單，可耐高溫，常用于高溫氣體熱量的回收或冷卻。其缺點是設備體積龐大，且不能完全避免兩種流體的混合?；剞D式空氣預熱器即是一種蓄熱式換熱器。中間載體式換熱器，亦稱為熱媒式換熱器。此類換熱器將兩個間壁式換熱器由在其中循環(huán)的載熱體連接起來，載熱體在高、低溫流體換熱器內循環(huán)，從高溫流體換熱器中吸收熱量后帶至低溫流體換熱器中傳遞給低溫流體。該類型換熱器多用于核能工業(yè)、化工過程、冷凍技術及余熱利用中。熱管式換熱器、液體或氣體偶聯(lián)的間壁式換熱器均屬于此類。在四類換熱器中，間壁式換熱器應用最多。第三章設計條件及主要的物性參數(shù)（一）選擇換熱器的類型流體溫度變化情況如下：混合流體進口溫度為131℃，被冷卻后出口溫度到40℃，并且該換熱器用的是冷卻水冷卻，要求管程和殼程壓差均小于50kPa，所以考慮用固定管板式換熱器，但是因為固定管板式只能用于管壁溫與殼體壁溫之差低于60~70℃及殼程壓力不高的場合，所以初選換熱器為浮頭式換熱器。其特點是管束可以在殼體內自由伸縮，不會產生熱應力。能在較高壓力下工作，適用于殼體壁溫與管壁溫差較大或殼程流體易結垢的場合。（二）流程安排易結垢的流體應該走易清洗的一側，對于浮頭式換熱器，一般使易結垢的流體流經管程。所以冷卻水流經殼程，混合液體流經管程，采用逆流傳熱。（三）確定物性參數(shù)定性溫度混合流體：Tc=(131+40)/2=85.5℃冷卻水：(30+35)/2=32.5℃管程內混合液在85.5℃下的物性參數(shù)如下：密度765.404定壓比熱容1.86熱導率0.01959粘度2.523Pa?s冷卻水在32.5℃下的物性參數(shù)如下：密度995.7㎏/m3定壓比熱容4.174KJ/（㎏·K）焓125.8KJ/（㎏·K）熱導率0.618w/（m·K）粘度0.801mPa·s冷流體的摩爾分率：乙苯對二甲苯間二甲苯98.3％0.57％1.13％各組分物性參數(shù)：碳四芳烴沸點（℃）凝固點（℃）乙苯136.186-94.975對二甲苯138.35713.263間二甲苯139.103-47.812設計條件：熱流體冷卻水進口溫度（℃）13130出口溫度（℃）4035定性溫度（℃）85.532.5第四章工藝設計計算（一）換熱器的熱流量換熱器的熱流量指的是在確定的物流進口溫度下，使其達到規(guī)定的出口溫度，冷流體和熱流體之間所交換的熱量，或是通過冷、熱流體的間壁所傳遞的熱量。在熱損失可以忽略不計的條件下，對于無相變化的物流，換熱器的熱流量由下式確定：Q1=q1CP1Δt1式中Φ─——熱流量，W；q1─——工藝流體的質量流量，kg/s；CP1─——工藝流體的定壓比熱容，kJ/（kg·k）；Δt1─——工藝流體的溫度變化，kM=M=106.16g/molqkg/sΦ=0.122×1.86×85.5=19401.7W（二）冷卻水的用量=0.9296公式中Φ─——熱流量，W；─——水的定壓比熱，KJ/（kg·k）─——水溫度的變化量（三）平均傳熱溫差平均傳熱溫差是換熱器的傳熱推動力。其值不但和流體的進出口溫度有關，而且還與換熱器內兩種流體的流型有關。對于列管式換熱器，常見的流型有3種：并流、逆流和折流。對于并流和逆流，平均傳熱溫差均可用換熱器兩端流體溫度的對數(shù)平均溫差表示，即式中─——逆流或并流的平均傳熱溫差，K；─——根據(jù)流型計算；△（四）估算傳熱面積在估算傳熱面積時，可以根據(jù)冷熱流的具體情況，參考換熱器傳熱系數(shù)的大致范圍，假設一K值，估算傳熱面積Ap為式中Ap─——估算傳熱面積，m2；K─——假設傳熱系數(shù)系數(shù)，W/（m2·k）；─——平均傳熱溫差，K在上的計算中，可先按純逆流計算，然后待確定換熱器結構之后，再進行適當校正。=選擇管徑及管內流由于管長及管程數(shù)均和管徑及管內流速有關，故應首先確定管徑及管內流速。目前國家內常用的換熱管規(guī)格和尺寸偏差見表材料鋼管標準外徑×厚度/(mm×mm)Ⅰ級換熱器Ⅱ級換熱器外徑偏差/mm壁厚偏差外徑偏差/mm壁厚偏差碳鋼GB816310×1.50.15+12%-10%0.20+15%-10%14×219×225×225×2.50.200.0432×338×345×30.300.4557×3.50.8%10%1%+12%，-10%不銹鋼GB227010×1.50.15+12%-10%0.2015%14×219×225×20.200.4032×238×2.545×2.50.300.4557×3.50.8%1%若選擇較小的管徑，管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)可以提高，而且對于同樣的傳熱面積來說可以減小殼體直徑。但管徑小，流動阻力大，清洗困難，設計可根據(jù)具體情況用適宜的管徑。管內流速的大小對表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)及壓力降的影響較大，一般要求所選的流速應使流體處于穩(wěn)定的湍流狀態(tài)，即雷諾指數(shù)大于10000，對于傳熱熱阻較大的流體后易結垢流體應選取較大的流速。另外還要考慮在所選的流速下，換熱器應有適當?shù)墓荛L和管程數(shù)，并保證不會由于流體的動力沖擊導致管子強烈振動而損壞換熱器。選取管長確定管程數(shù)和總管數(shù)選定了管徑和管內流速后，可依據(jù)下式確定換熱器的單程管子數(shù)式中─——單程管子數(shù)目；─——單程流體的體積流量，m3/s;di─——傳熱管的內徑，m；u─——管內流體流速，m/s；取管徑為較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速u=1.06m/s,則有：=1.00依次可求出按單程換熱器計算所得的管子長度：=式中L─——按單程計算的管子長度，m；─——管子外徑，m；如果按單程計算的管子太長，則應采用多管程，在選取管長時應注意合理利用材料，還要使換熱器具有適宜的長徑比。取每程管子長度l=6m，則確定了每程管子長度之后，即可求得管程數(shù)=式中L─——按單程計算的管子長度，m；l─——選取的每程管子長度，m；─——管程數(shù)（必須取整數(shù)）換熱器管程數(shù)為：=4（根）式中─——換熱器的總管數(shù),m；（五）平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)若選用多管程換熱器，可提高管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，但同時也增加了換熱器的阻力，并損失部分傳熱溫度。其中溫差校正系數(shù)與流體的進出口溫度有關，也與換熱器的殼程數(shù)及管程數(shù)有關。=P==0.0495式中,─——熱流體進、出口溫度，℃；，─——冷流體進出、口溫度，℃；對單側溫度變化流體，折流、逆流、并流的平均傳熱溫差相等即=1，則==29.64℃（六）傳熱管的排列傳熱管在管板上的排列有三種基本形式，即正方形、正四邊形和同心圓排列。由于殼外是清潔的蒸汽加熱劑，故采用正三角形排列，管子排列面積是一個正六邊形，排在正六邊形內傳熱管數(shù)為3a（a+1）+1若設b為正六邊形對角線上管子數(shù)目，則b=2a+1式中─——熱流體進、出口溫度，℃；a─——冷流體進出、口溫度，℃；對于對多程換熱器，常采用組合排列法。各程內采用正三角形排列，而在各程之間為了便于安裝隔板，采用矩形排列方法。管心距板上兩傳熱管中心距離稱為管心距。管心距的大小主要與傳熱管和管板的連接方式有關，此外還要考慮到管板強度和清洗外管面所需的空間。傳熱管和管板的鏈接方式有脹接和焊接兩種，當采用脹接法，采用過小的管心距，常會造成管板變形。而采用焊接法時，管心距過小，也很難保證焊接質量，因此管心距應有一定的數(shù)值范圍，一般情況下，脹接時，取管心距t=(1.3~1.5)d0，焊接時，取t=1.25d0=1.25×25=31.25≈32mm多管程結構中，隔板占有管板部分面積。一般情況下，隔板中心到離其最近一排管中心距離可用下式計算=22mm各程相鄰管的管心距為44mm。管束的分程方法在設計中，如采用多管程，則需要在管箱中安裝分程隔板。分程時，應使各程管字數(shù)目大致相等，隔板形式要簡單，密封長度要短，一般采用偶數(shù)管程。管束分程方法常采用平行和T行方式。殼體內徑換熱器殼體內徑取決于傳熱管數(shù)、管心距和傳熱管的排列方式。對于單程換熱器：D=t（b-1）+（2~3）d0式中t─——管心距，mm；d0─——傳熱管外徑，mm；上式中，b的取值和管子的排列方式有關，對于正三角形排列b值為對于正方形排列多管程換熱器殼體的內徑還和管程數(shù)有關：D=1.05t=86.8mm式中─——管板利用率；整圓可取150mm。折流板和支承板列管式換熱器的殼程流體流通面積比管程流通面積大，故需設置折流板。折流板有橫向折流板和縱向折流板兩類，單殼程的換熱器僅需設置橫向折流板，多殼程換熱器不但需要橫向折流板，而且需要設置縱向折流板。取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為：h=0.25×150=37.5mm取折流板間距B=0.3D，則B=0.3×150=45mm折流板數(shù)N其他主要附件①旁路擋板；②防沖擋板接管殼程流體進出口接管：取接管內液體流速為u1=3m/s，則接管內徑為D圓整后取管內徑為20mm；管程流體進出口接管：取接管內液體流速u2=1m/s,則接管內徑為D圓整后取管內徑為15mm。（七）換熱器核算熱流量核算K式中K─——傳熱系數(shù)，W/（m2·k）；h殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）；─——殼程污垢熱阻，m2·k/w；─——管程污垢熱阻，m2·k/w；─——傳熱管外徑，m；─——傳熱管內徑，m；─——傳熱管平均值徑，m；─——管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）；管程流體無相變傳熱克恩提出下式作為采用了弓形折行板時殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的計算式三角形排列時=t——管間距，m殼程流通截面積S=BD（1）=0.045×0.150×（1-0.025/0.032）=0.00148殼程流通流速及雷諾數(shù)分別為u=0.63m/sRe普朗特數(shù)Pr=粘度校正則有：管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)管內流體流通截面積：管內流體流速：Re普朗特數(shù)Pr=得：h[W/(㎡·K)]污垢熱阻和管壁熱阻根據(jù)條件可?。汗芡鈧任酃笩嶙鑂(㎡·K/W)管內測污垢熱阻R(㎡·K/W)管壁熱阻計算，按書中表得該條件下（85℃）熱導率為：47.59[W/(m·K)]所以有：R傳熱系數(shù)Kc有Kc=1/(=705.9[W/(㎡·K)]換熱器面積裕度==0.927㎡根據(jù)Ac和Ap，可求出該換熱器的面積裕度=17.6%式中H─——換熱器的面積裕度；─——實際傳熱面積，m2；Ac─——計算傳熱面積，m2；為保證換熱器操作的可行性，一般應使換熱器的面積裕度大于15%~20%。（八）傳熱管和殼體壁溫核算對于穩(wěn)定的傳熱過程，若忽略污垢熱阻，則有考慮到污垢熱阻的影響則有：一般情況下，管壁溫度可取為：由于管壁熱阻很小，所以有式中液體的平均溫度t=94.6℃T傳熱管平均壁溫t==120K殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=131K殼體壁溫和傳熱壁溫之差為△t=131-120=11K該溫差較大，故需設溫度補償裝置。由于換熱器殼程流體壓力較高，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。（九）換熱器內流體阻力計算管程總阻力由Re=371204，傳熱管相對粗糙度，查莫狄圖得0.02，流速u=0.23m/s，kg/m3，所以841.5Pa管程流體阻力在允許范圍之內。殼程阻力流體流經管束的阻力F=0.5719.8Pa流體流過折流板缺口的阻力24698.8Pa總阻力=25418.6Pa由于該換熱器殼程流體的操作壓力較高，所以殼程流體的阻力也比較適宜。（十）換熱器的主要結構尺寸和計算結果參數(shù)管程殼程流率/(kg/s)0.1220.9296進口/出口溫度（℃）131/4030/35物性定性溫度/℃85.532.5密度/(kg·m-3)765.404995.7定壓比熱容（kJ/kg·K）1.864.147粘度/（pa·s）2.5238.01熱導率/(w/（m·K）)0.019590.618普朗特數(shù)23.950.537設備結構參數(shù)形式浮頭式臺數(shù)1殼體內徑/mm150殼程數(shù)1管徑/mm管心距/mm32管長/mm6000管子排列△管數(shù)目4折流板數(shù)/個132傳熱面積/m21.83折流板間距/mm45管程數(shù)4材質碳鋼主要計算結果管程殼程流速/m/s0.230.63表